(57)【要約】【課題】  三酸化硫黄分解工程において消費される熱量を可及的に低減して水素製造効率を向上させた水素製造装置を提供することを目的とする。【解決手段】  ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成するブンゼン反応と、ブンゼン反応装置によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後にヨウ化水素を分解し、製品としての水素とブンゼン反応装置へ供給するヨウ素とを得るヨウ化水素濃縮分解装置と、ブンゼン反応装置によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に硫酸を分解し、酸素とブンゼン反応装置へ供給する二酸化硫黄とを得る硫酸濃縮分解装置４とを備え、硫酸濃縮分解装置４には、三酸化硫黄を分解して二酸化硫黄を得る三酸化硫黄分解器３４ａ，ｂが設けられた、水素製造装置において、三酸化硫黄分解器３４ａから酸素を除去する酸素分離器３６を備えていることを特徴とする。【選択図】      図２
2007204322.tif 000002
【特許請求の範囲】
【請求項１】
ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成するブンゼン反応装置と、
前記ブンゼン反応装置によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後にヨウ化水素を分解し、製品としての水素と前記ブンゼン反応装置へ供給するヨウ素とを得るヨウ化水素濃縮分解装置と、
前記ブンゼン反応装置によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に硫酸を分解し、酸素と前記ブンゼン反応装置へ供給する二酸化硫黄とを得る硫酸濃縮分解装置と、を備え、
前記硫酸濃縮分解装置には、三酸化硫黄を分解して二酸化硫黄を得る三酸化硫黄分解器が設けられた、水素製造装置において、
前記三酸化硫黄分解器から酸素を除去する酸素除去手段を備えていることを特徴とする水素製造装置。
【請求項２】
前記三酸化硫黄分解器は、第１三酸化硫黄分解器と、該第１三酸化硫黄分解器の下流側に位置する第２三酸化硫黄分解器とを備え、
前記酸素除去手段は、前記第１三酸化硫黄分解器と前記第２三酸化硫黄分解器との間に設けられていることを特徴とする請求項１記載の水素製造装置。
【請求項３】
ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成するブンゼン反応工程と、
前記ブンゼン反応工程によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後にヨウ化水素を分解し、製品としての水素と前記ブンゼン反応工程へ供給するヨウ素とを得るヨウ化水素濃縮分解工程と、
前記ブンゼン反応工程によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に硫酸を分解し、酸素と前記ブンゼン反応工程へ供給する二酸化硫黄とを得る硫酸濃縮分解工程と、を備え、
前記硫酸濃縮分解工程には、三酸化硫黄を分解して二酸化硫黄を得る三酸化硫黄分解工程が設けられた、水素製造方法において、
前記三酸化硫黄分解工程には、酸素を除去する酸素除去工程が設けられていることを特徴とする水素製造方法。
【発明の詳細な説明】
【技術分野】
【０００１】
本発明は、ヨウ素および二酸化硫黄を用いて水を熱分解することにより水素を製造する水素製造装置および水素製造方法に関するものである。
【背景技術】
【０００２】
水を熱分解することによって水素を製造する方法として、ＩＳ（Iodine Sulfur）法が知られている（特許文献１参照）。ＩＳ法は、以下の３つの工程から構成されている。
（i）ブンゼン反応工程
ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成する。
（ii）ヨウ化水素濃縮分解工程
ブンゼン反応工程によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後に、ヨウ化水素を分解し、製品としての水素とブンゼン反応工程へ供給するヨウ素とを得る。
（iii）硫酸濃縮分解工程
ブンゼン反応装置によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に、硫酸を分解し、酸素とブンゼン反応工程へ供給する二酸化硫黄とを得る。この工程で得られる二酸化硫黄は、硫酸の分解により生成する三酸化硫黄をさらに三酸化硫黄分解工程によって分解することにより得られる。
上記（i）〜（iii）の３つの工程はそれぞれが接続され、閉サイクルとされている。
【０００３】
ブンゼン反応は発熱反応であるが、ヨウ化水素濃縮分解工程におけるヨウ化水素の分解反応、硫酸濃縮分解工程における硫酸の分解反応および硫酸の分解によって生成した三酸化硫黄の分解反応は吸熱反応とされる。したがって、ＩＳ法を実現する場合には、ヨウ化水素濃縮分解工程および硫酸濃縮分解工程に熱エネルギーを投入する必要がある。
【０００４】
【特許文献１】特開２００４−１０７１１５号公報（図１）
【発明の開示】
【発明が解決しようとする課題】
【０００５】
現在のところ、製造された水素の高位発熱量をヨウ化水素濃縮分解工程および硫酸濃縮分解工程に投入した熱量で除した水素製造効率は、熱回収を考慮しても約３０％に止まっている。現実に水素を商業ベースにて供給可能とするには、さらなる効率向上が望まれる。
【０００６】
本発明者は、ＩＳ法の熱収支を鋭意検討した結果、硫酸濃縮分解工程における三酸化硫黄分解反応に着目した。なぜなら、三酸化硫黄分解反応では、全体の２５％もの熱エネルギーを消費していることが明らかになったからである。
三酸化硫黄分解反応は、下式に示すとおりであり、三酸化硫黄を熱分解することにより、二酸化硫黄と酸素を生成するものである。
ＳＯ３＝ＳＯ２＋１／２Ｏ２
この三酸化硫黄分解反応における二酸化硫黄への平衡転化率は、図４に示すように、高温であるほど、また、圧力が低いほど高くなる。したがって、８５０℃程度の高温が得られるものとして、ヘリウムガスを熱媒体として用いた高温ガス炉から得られる核熱が検討されている。しかし、熱媒体であるヘリウムガスの圧力は４ＭＰａで供給されるため、三酸化硫黄分解反応を行うプロセスガスの圧力を上げざるを得ない。なぜなら、圧力差が大きいほどプロセスガスとヘリウムガスの熱交換時におけるガス漏洩の問題が生じるからである。したがって、現実には、圧力差を２ＭＰａ程度に抑えるため、三酸化硫黄分解反応時の圧力を２ＭＰａとしている。この場合には、二酸化硫黄への平衡転化率は５０％程度に止まる（図４参照）。
【０００７】
このような圧力による制限によって二酸化硫黄への平衡転化率を向上させることができないだけでなく、次のような問題がある。
三酸化硫黄分解工程におけるプロセスガス中には、三酸化硫黄以外の不純物（水、生成酸素、未反応硫酸）が混在しているため、実質の転化率は、図４に示したような単組成に比べ、更に悪化している。これを改善するために、未反応の三酸化硫黄ガスを環流操作する方法が必要となるが、処理流量の増大とともに投入熱量の増大をも招いてしまい、水素製造効率の向上を阻むという問題がある。
【０００８】
本発明は、このような事情に鑑みてなされたものであって、三酸化硫黄分解工程において消費される熱量を可及的に低減して水素製造効率を向上させた水素製造装置および水素製造方法を提供することを目的とする。
【課題を解決するための手段】
【０００９】
上記課題を解決するために、本発明の水素製造装置および水素製造方法は以下の手段を採用する。
すなわち、本発明にかかる水素製造装置は、ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成するブンゼン反応装置と、前記ブンゼン反応装置によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後にヨウ化水素を分解し、製品としての水素と前記ブンゼン反応装置へ供給するヨウ素とを得るヨウ化水素濃縮分解装置と、前記ブンゼン反応装置によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に硫酸を分解し、酸素と前記ブンゼン反応装置へ供給する二酸化硫黄とを得る硫酸濃縮分解装置と、を備え、前記硫酸濃縮分解装置には、三酸化硫黄を分解して二酸化硫黄を得る三酸化硫黄分解器が設けられた、水素製造装置において、前記三酸化硫黄分解器から酸素を除去する酸素除去手段を備えていることを特徴とする。
【００１０】
三酸化硫黄分解器から酸素を除去する酸素除去手段を設けることとしたので、三酸化硫黄分解器における三酸化硫黄分解反応の平衡状態が崩れて三酸化硫黄を二酸化硫黄に分解する反応が進行する。これにより、三酸化硫黄の分解が促進され、三酸化硫黄分解器に投入する熱量を減じることができる。
酸素除去手段としては、酸素透過膜が好適である。酸素透過膜には、例えば、ＹＳＺ（イットリア安定化ジルコニア）のイットリウム（Ｙ）をスカンジウム（Ｓｃ）に置換した材料が用いられる。
【００１１】
さらに、本発明の水素製造装置では、前記三酸化硫黄分解器は、第１三酸化硫黄分解器と、該第１三酸化硫黄分解器の下流側に位置する第２三酸化硫黄分解器とを備え、前記酸素除去手段は、前記第１三酸化硫黄分解器と前記第２三酸化硫黄分解器との間に設けられていることを特徴とする。
【００１２】
第１三酸化硫黄分解器では、三酸化硫黄を分解することにより、二酸化硫黄と酸素を生成する。このように生成された酸素は、酸素除去手段によって取り除かれる。したがって、第２三酸化硫黄分解器には、第１三酸化硫黄分解器において生成された酸素が除去されたガスが投入されるので、三酸化硫黄の分解が促進される。
【００１３】
また、本発明の水素製造方法は、ヨウ素、二酸化硫黄および水から硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を生成するブンゼン反応工程と、前記ブンゼン反応工程によって得られたヨウ化水素水溶液を濃縮した後にヨウ化水素を分解し、製品としての水素と前記ブンゼン反応工程へ供給するヨウ素とを得るヨウ化水素濃縮分解工程と、前記ブンゼン反応工程によって得られた硫酸水溶液を濃縮した後に硫酸を分解し、酸素と前記ブンゼン反応工程へ供給する二酸化硫黄とを得る硫酸濃縮分解工程と、を備え、前記硫酸濃縮分解工程には、三酸化硫黄を分解して二酸化硫黄を得る三酸化硫黄分解工程が設けられた、水素製造方法において、前記三酸化硫黄分解工程には、酸素を除去する酸素除去工程が設けられていることを特徴とする。
【００１４】
三酸化硫黄分解工程に、酸素を除去する酸素除去工程を設けることとしたので、三酸化硫黄分解工程における三酸化硫黄分解反応の平衡状態が崩れて三酸化硫黄を二酸化硫黄に分解する反応が進行する。これにより、三酸化硫黄の分解が促進され、三酸化硫黄分解工程に投入する熱量を減じることができる。
【発明の効果】
【００１５】
本発明によれば、三酸化硫黄を分解する際に酸素を除去することとし、三酸化硫黄の分解反応を促進させることにより、三酸化硫黄分解のための熱エネルギーの投入を抑え、水素製造効率を向上させることができる。
【発明を実施するための最良の形態】
【００１６】
以下に、本発明にかかる実施形態について、図面を参照して説明する。
図１には、水素製造装置１の概略構成が示されている。
水素製造装置１は、原料である水を熱分解によって分解し、製品である水素（さらには酸素）を製造するものである。水素製造装置１は、ＩＳ（Iodine Sulfur）法を採用しており、ブンゼン反応装置２と、ヨウ化水素濃縮分解装置３と、硫酸濃縮分解装置４とを備えている。
【００１７】
ヨウ化水素濃縮分解装置３および硫酸濃縮分解装置４へ供給される熱源としては、図示しない高温ガス炉の核熱が用いられる。すなわち、中間熱交換器１０を介して得られる二次ヘリウムガスの顕熱を利用する。
中間熱交換器１０は、高温ガス炉の核熱によって高温とされた一次ヘリウムガスと、水素製造装置１側に熱を与える二次ヘリウムガスとの間で熱交換を行わせるものである。中間熱交換器１０には、一次ヘリウムガスが流れる一次側配管１０ａと、二次ヘリウムガスが流れる二次側配管１０ｂとが接続されている。二次側配管１０ｂを流れる二次ヘリウムガスは、中間熱交換器１０において約８８０℃まで加熱され、その圧力は約４ＭＰａとされる。
中間熱交換器１０において加熱された二次ヘリウムガスは、後述する三酸化硫黄分解器１７、硫酸分解器１５及びヨウ化水素分解器１１との間で熱交換を行う。
【００１８】
ブンゼン反応装置２は、ブンゼン反応器５と、二相分離器７とを備えている。
ブンゼン反応器５には、原料である水（Ｈ２Ｏ）と、ヨウ化水素濃縮分解装置３から供給されるヨウ素（Ｉ２）と、硫酸濃縮分解装置４から供給される二酸化硫黄（ＳＯ２）が供給される。ブンゼン反応器５では、例えば０．１ＭＰａ（ゲージ圧），１００℃の条件下で、下式によるブンゼン反応が行われ、ヨウ化水素水溶液および硫酸水溶液が生成される。なお、ブンゼン反応は発熱反応であるため、外部からエネルギーが投入されることはない。
ＳＯ２（ｇ）＋Ｉ２（Ｌ）＋２Ｈ２Ｏ→Ｈ２ＳＯ４（ａｑ）＋２ＨＩ（ａｑ）  ・・・（１）
二相分離器７では、ブンゼン反応器５において得られた硫酸水溶液およびヨウ化水素水溶液を分離する。二相分離器７内は、例えば０．１ＭＰａ（ゲージ圧），１００℃の条件とされる。二相分離器７において分離されたヨウ化水素水溶液および硫酸水溶液は、それぞれ、ヨウ化水素濃縮分解装置３および硫酸濃縮分解装置４へと導かれる。
【００１９】
ヨウ化水素濃縮分解装置３は、ヨウ化水素精製濃縮器９と、ヨウ化水素分解器１１とを備えている。
ヨウ化水素精製濃縮器９は、例えば１ＭＰａ（ゲージ圧），１００〜２３４℃の条件下で、ヨウ化水素水溶液を精製するとともに、ヨウ化水素水溶液を濃縮する。ヨウ化水素は、ヨウ化水素精製濃縮器９において気化され、ヨウ化水素分解器１１へと導かれる。ヨウ化水素精製濃縮器９には、精製濃縮過程に必要な熱エネルギーが投入される。
【００２０】
ヨウ化水素分解器１１は、例えば１ＭＰａ（ゲージ圧），４５０℃の条件下で、下式によるヨウ化水素の分解を行う。
２ＨＩ（ｇ）→Ｈ２（ｇ）＋Ｉ２（ｇ）    ・・・（２）
上記ヨウ化水素分解反応は吸熱反応とされ、したがって、熱エネルギーが投入される。つまり、中間熱交換器１０において加熱された二次ヘリウムガスが流通するガス配管１３との熱交換によって（２）式のヨウ化水素分解反応が進行する。
ヨウ化水素分解器１１において分解された水素は、製品として取り出される。また、ヨウ化水素分解器１１において分解されたヨウ素は、ブンゼン反応器５へと導かれる。未反応のヨウ化水素は、ヨウ化水素精製濃縮器９へと返送される。
【００２１】
硫酸濃縮分解装置４は、硫酸精製濃縮器１４と、硫酸分解器１５と、三酸化硫黄分解器１７とを備えている。
硫酸精製濃縮器１４は、例えば０．１ＭＰａ（ゲージ圧），１００〜３９１℃の条件下で、硫酸を精製するとともに、硫酸水溶液を濃縮する。硫酸精製濃縮器１４には、精製濃縮過程に必要な熱エネルギーが投入される。硫酸精製濃縮器１４において硫酸水溶液から分離された水は、ブンゼン反応器５へと送られる。硫酸精製濃縮器１４において精製濃縮された硫酸（液体）は、硫酸分解器１５へと導かれる。
【００２２】
硫酸分解器１５は、例えば２ＭＰａ（ゲージ圧），３９１〜５２７℃の条件下で、下式による硫酸の分解を行う。
Ｈ２ＳＯ４（Ｌ）→Ｈ２０（ｇ）＋ＳＯ３（ｇ）    ・・・（３）
上記硫酸分解反応は吸熱反応とされ、したがって、熱エネルギーが投入される。つまり、中間熱交換器１０において加熱された二次ヘリウムガスが流通するガス配管１９との熱交換によって（３）式の硫酸分解反応が進行する。
硫酸分解器１５において分解された三酸化硫黄と水蒸気は、三酸化硫黄分解器１７へと導かれる。
【００２３】
三酸化硫黄分解器１７は、例えば２ＭＰａ（ゲージ圧），５２７〜８５０℃の条件下で、下式による三酸化硫黄の分解を行う。
ＳＯ３（ｇ）→ＳＯ２（ｇ）＋１／２Ｏ２（ｇ）    ・・・（４）
上記三酸化硫黄分解反応は吸熱反応とされ、したがって、熱エネルギーが投入される。つまり、中間熱交換器１０において加熱された二次ヘリウムガスが流通するガス配管２０との熱交換によって（４）式の三酸化硫黄分解反応が進行する。図１に示されているように、三酸化硫黄分解器１７には最も高い温度を導くために、中間熱交換器１０において加熱された二次ヘリウムガスは最初に三酸化硫黄分解器１７に導かれるようになっている。三酸化硫黄分解器１７において熱交換を終えた二次ヘリウムガスは、硫酸分解器１５及びヨウ化水素分解器１１において熱交換を行う。
三酸化硫黄分解器１７において生成した酸素は、製品として系外に取り出される。また、三酸化硫黄分解器１７において生成した二酸化硫黄は、少量の水蒸気とともに、ブンゼン反応器５へと導かれる。
【００２４】
このように、本実施形態にかかる水素製造装置１によれば、原料として水をブンゼン反応装置２へ投入することにより、製品としての水素がヨウ化水素濃縮分解装置３から、酸素が硫酸濃縮分解装置４から得ることができる。
【００２５】
図２には、上述した硫酸濃縮分解装置４の具体的な構成が示されている。
硫酸濃縮分解装置４は、硫酸濃縮蒸留塔３０と、第１硫酸分解器３２ａと、第２硫酸分解器３２ｂと、第１三酸化硫黄分解器３４ａと、第２三酸化硫黄分解器３４ｂと、これら三酸化硫黄分解器３４ａ，ｂの間に設けられた酸素分離器（酸素分離手段）３６と、を主として備えている。
【００２６】
硫酸濃縮蒸留塔３０は、図１に示した硫酸生成濃縮器１４に相当する。硫酸濃縮蒸留塔３０は、ブンゼン反応装置２（図１参照）から導かれた硫酸水溶液（５０wt％程度の希硫酸）を蒸留法によって９０wt％程度の濃硫酸に濃縮するものである。
硫酸濃縮蒸留塔３０の高さ方向における略中央部には、ブンゼン反応装置２（図１参照）から硫酸水溶液を導くための希硫酸供給配管４５が接続されている。この希硫酸供給配管４５には、硫酸返送配管４６が接続されており、硫酸循環クーラ４７によって約８４℃まで冷却された硫酸水溶液が合流するようになっている。
【００２７】
硫酸濃縮蒸留塔３０の下方には、第１リボイラ３８ａ及び第２リボイラ３８ｂが設けられている。第１リボイラ３８ａの熱源は系外の核熱等から与えられる。第２リボイラ３８ｂの熱源は、熱回収管４０を流れるヘリウムガスによって与えられる。熱回収管４０内を流れるヘリウムガスは、硫酸濃縮分解装置４の各位置の排熱を回収した熱媒体である。
硫酸濃縮蒸留塔３０の上方には、水蒸気を凝縮させるためのコンデンサ４２が設けられている。コンデンサ４２において凝縮した水は、回収水クーラ４４で冷却された後、ブンゼン反応器５へと導かれる。回収水クーラ４４は、ブンゼン反応に適した温度まで凝縮水を冷却するものであり、凝縮水は例えば４０℃まで冷却される。
【００２８】
硫酸濃縮蒸留塔３０の下方から取り出された硫酸水溶液（濃硫酸）は、硫酸昇圧ポンプ４９へと導かれる。このときの硫酸水溶液の圧力は０．０１ＭＰａ（ゲージ圧）とされている。硫酸昇圧ポンプ４９は、硫酸水溶液を２ＭＰａ（ゲージ圧）まで昇圧させるためのものである。硫酸昇圧ポンプ４９の上流側には、熱交換器５１及びクーラ５２が設けられている。これら熱交換器５１及びクーラ５２は、硫酸昇圧ポンプ４９に流入する硫酸水溶液の温度を約２８０℃から１００〜１５０℃程度まで冷却するものである。これにより、硫酸昇圧ポンプ４９の耐久性が向上する。また、硫酸昇圧ポンプ４９によって昇圧された後の硫酸水溶液は、熱交換器５１によって昇温される。
【００２９】
熱交換器５１を通過した硫酸水溶液は、第１硫酸予熱器５４ａ、第２硫酸予熱器５４ｂ及び第３硫酸予熱器５４ｃによって加熱された後に、第１硫酸分解器３２ａへと導かれる。
第１硫酸予熱器５４ａ及び第３硫酸予熱器５４ｃの熱源は、熱回収管４０を流れるヘリウムガス顕熱とされる。第２硫酸予熱器５４ｂの熱源としては、系外の核熱等が用いられる。
第１硫酸予熱器５４ａによって約４１０℃まで加熱された硫酸水溶液は、第２硫酸予熱器５４ｂによって蒸発させられ、さらに第３硫酸予熱器によって約４７０℃まで加熱される。
【００３０】
第１硫酸分解器３２ａ及び第２硫酸分解器３２ｂでは、式（３）で示した硫酸の分解が行われる。
第１硫酸分解器３２ａの熱源としては、図１で示したように、中間熱交換器１０において熱交換した二次ヘリウムガスによってもたらされる核熱が用いられる。これにより、第１硫酸分解器３２ａは、約４７０℃の温度とされている。
第２硫酸分解器３２ｂには、後述する第２三酸化硫黄分解器３４ｂから流出した二酸化硫黄ガスを主成分とするプロセスガスの顕熱が与えられる。これにより、第２硫酸分解器３２ｂでは、約５２７℃まで昇温される。
【００３１】
第１硫酸分解器３２ａ及び第２硫酸分解器３２ｂにおいて生成した水蒸気を含む三酸化硫黄ガスは、第１三酸化硫黄分解器３４ａへと導かれ、式（４）で示したように、二酸化硫黄へと転化される。第１三酸化硫黄分解器３４ａの熱源としては、図１で示したように、中間熱交換器１０において熱交換した二次ヘリウムガスによってもたらされる核熱が用いられる。この第１三酸化硫黄分解器３４ａにおいて、プロセスガスは５２７℃から８５０℃まで加熱される。
【００３２】
第１三酸化硫黄分解器３４ａにおいて生成した分解ガスは、酸素分離器３６へと導かれる。この分解ガスには、二酸化硫黄の他に、分解生成物である酸素、未反応の三酸化硫黄、上流側から持ち込まれた硫酸ガスおよび水蒸気が含まれる。酸素分離器３６は、分解ガスから酸素を選択的に除去する。除去された酸素は、酸素減圧弁５３において２ＭＰａ（ゲージ圧）から０．０１ＭＰａ（ゲージ圧）まで減圧され、酸素クーラ５５によって冷却された後、製品用酸素として系外に取り出される。
酸素分離器３６には、酸素透過膜が用いられる。酸素透過膜としては、例えば、ＹＳＺ（イットリア安定化ジルコニア）のイットリウム（Ｙ）をスカンジウム（Ｓｃ）に置換した材料が用いられる。
【００３３】
酸素分離器３６によって酸素が除去されたガスは、第２三酸化硫黄分解器３４ｂへと導かれる。第２三酸化硫黄分解器３４ｂは、第１三酸化硫黄分解器３４ａと同様に、中間熱交換器１０において熱交換した二次ヘリウムガスによって熱エネルギーが与えられるようになっており、８５０℃に保たれている。第２三酸化硫黄分解器３４ｂでは、第１三酸化硫黄分解器３４ａと同様に三酸化硫黄ガスから二酸化硫黄ガスへの転化が行われる。しかし、第２三酸化硫黄分解器３４ｂに流入するガスから酸素が除去されている点で、第１三酸化硫黄分解器３４ａとは異なる。第２三酸化硫黄分解器３４ｂでは、酸素が除去されているために、式（４）で示した反応の平衡が崩れ、三酸化硫黄を二酸化硫黄へと分解する反応が進行する。これにより、二酸化硫黄の生成量が増大し、この増大分に応じて、三酸化硫黄分解に用いる熱エネルギーの投入量が削減される。
【００３４】
第２三酸化硫黄分解器３４ｂを通過した主として二酸化硫黄を含むプロセスガスは、第２硫酸分解器３２ｂを通過し、この際に顕熱を与え、減圧弁５７へと導かれる。減圧弁５７では、２ＭＰａ（ゲージ圧）から０．０１ＭＰａ（ゲージ圧）まで減圧される。減圧後のプロセスガスは、硫酸クーラ５９によって約１００℃まで冷却された後、硫酸分離ドラム６１へと導かれる。硫酸分離ドラム６１では、プロセスガス中に含まれる三酸化硫黄と水蒸気とが反応して生成された硫酸水溶液が回収される。この硫酸水溶液は、硫酸返送配管４６を通り、硫酸循環クーラ４７によって約８４℃まで冷却された後に、再び硫酸濃縮蒸留塔３０へと導かれる。
硫酸分離ドラム６１において気相として取り出されるガスは、約９５wt％の二酸化硫黄ガスとされ、ブンゼン反応器５へと導かれる。
【００３５】
次に、熱回収管４０を用いた熱回収の構成について説明する。
熱回収管４０内には、熱媒体としてヘリウムガスが流通する。ヘリウムガスは、搬送ポンプ６５によって閉回路とされた熱回収管４０内を循環させられる。搬送ポンプ６５によって送出されたヘリウムガスは、分岐点４０ａにて硫酸クーラ５９及び酸素クーラ５５の二方向に分岐する。酸素クーラ５５において約８５０℃の酸素ガスから顕熱を奪ったヘリウムガスは、９０℃から５６５℃まで温度上昇する。硫酸クーラ５９において約５７７℃のプロセスガスから顕熱を奪ったヘリウムガスは、９０℃から５６５℃まで温度上昇する。酸素クーラ５５及び硫酸クーラ５９を通過したヘリウムガスは合流点４０ｂにて合流した後、第３硫酸予熱器５４ｃへと導かれる。
第３硫酸予熱器５４ｃでは、ヘリウムガスからプロセス流体である硫酸ガスへ顕熱が与えられ、硫酸ガスは４１０℃から４７０℃まで昇温される。その後、ヘリウムガスは、第１硫酸予熱器５４ａへと導かれる。第１硫酸予熱器５４ａでは、ヘリウムガスからプロセス流体である濃硫酸（硫酸水溶液）へ顕熱が与えられ、濃硫酸は２７２℃から４１０℃へと昇温される。
その後、ヘリウムガスは、第２リボイラ３８ｂへと導かれ、第２リボイラ３８ｂ中の硫酸水溶液に顕熱を与えた後、蒸気回収器６７へと導かれる。蒸気回収器６７では、２８２℃程度のヘリウムガスの顕熱を蒸気に与えることにより熱回収を行う。蒸気回収器６７を通過することにより９０℃程度まで温度低下したヘリウムガスは、搬送ポンプ６５へと導かれ、再び循環する。
【００３６】
以上説明したように、本実施形態によれば、以下の作用効果を奏する。
第１三酸化硫黄分解器３４ａと第２三酸化硫黄分解器３４ｂとの間に酸素分離器３６を設け、第１三酸化硫黄分解器３４ａからの分解ガスから酸素を除去した後に、第２三酸化硫黄分解器３４ｂへとプロセスガスを供給することとしたので、第２三酸化硫黄分解器３４ｂでは、三酸化硫黄の分解反応のうち、酸素濃度の低い方向すなわち二酸化硫黄が生成する方向への反応が促進されることになる。これにより、二酸化硫黄の生成量が増大し、この増大分に応じて、第２三酸化硫黄分解器３４ｂに投入する熱エネルギーを削減することができ、結果として、水素製造効率を増大させることができる。
【００３７】
図３には、酸素分離器３６によって酸素を除去することによる効果が示されている。
同図において、横軸は酸素分離器３６によって酸素を除去する割合が示されており、１００％は全ての酸素を除去した場合、０％は酸素を全く除去しない場合（酸素分離器３６を配置していない場合と等価）を意味している。縦軸は、硫酸濃縮分解装置４に必要な熱エネルギー（ｋＷ）が示されている。
同図から分かるように、酸素分離器３６を設けていない場合には、約１３４ｋＷもの熱エネルギーが必要となるのに対し、酸素分離器３６を設け全て酸素を除去すれば１１８ｋＷ程度の熱エネルギーで済む。これは、硫酸濃縮分解装置４としてみれば約１３％の投入エネルギー削減を意味し、水素製造効率としては、約３％の改善となる。
【００３８】
なお、本実施形態では、圧力や温度の条件を具体的に示したが、これらはあくまでも一例であって、本発明がこれらの数値に限定されるものではない。
【図面の簡単な説明】
【００３９】
【図１】本発明の一実施形態にかかる水素製造装置を示した概略構成図である。
【図２】図１の硫酸濃縮分解装置を示した構成図である。
【図３】本発明の酸素分離器による効果を示した図である。
【図４】三酸化硫黄の分解反応の平衡転化率について、圧力および温度に対して示した図である。
【符号の説明】
【００４０】
１  水素製造装置
２  ブンゼン反応装置
３  ヨウ化水素濃縮分解装置
４  硫酸濃縮分解装置
３６  酸素分離器（酸素除去手段）
【図１】
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【図２】
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【図３】
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【図４】
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